| початок розділу
Виробничі, аматорські радіоаматорські Авіамодельний, ракетомодельного Корисні, цікаві |
хитрощі майстру
електроніка фізика технології винаходи |
таємниці космосу
таємниці Землі таємниці Океану хитрощі Карта розділу |
  |
| Використання матеріалів сайту дозволяється за умови посилання (для сайтів - гіперпосилання) | |||
Навігація: => |
На головну / Каталог патентів / В розділ каталогу / Назад / |
|
ВИНАХІД
Патент Російської Федерації RU2216569
СПОСІБ ОДЕРЖАННЯ МОТОРНИХ ПАЛИВ (ВАРІАНТИ)
Ім'я винахідника: Клімов О.В .; Аксьонов Д.Г .; Кіхтянін О.В .; Кодень Є.Г .; Ечевскій Г.В.
Ім'я патентовласника: Інститут каталізу ім. Г.К.Борескова СО РАН
Адреса для листування: 630090, Новосибірськ, пр. Акад. Лаврентьєва, 5, Інститут каталізу ім. Г.К.Борескова, патентний відділ, Т.Д. Юдіної
Дата початку дії патенту: 2002.10.30
Використання: нафтохімія. Сутність: проводять переробку вуглеводневої сировини в бензин з кінцем кипіння не вище 195 o С і октановим числом не нижче 83 по моторному методу, а й в дизельне паливо з цетановим числом не нижче 50 і температурою застигання не вище -35 o С, яка полягає в перетворенні вуглеводневої сировини в присутності пористого каталізатора при температурі 250-500 o с, тиску не більше 2,5 МПа, масових витратах суміші вуглеводнів не більше 10 ч -1, при цьому в якості вихідної сировини використовують вуглеводневі дистиляти різного походження з кінцем кипіння не вище 400 o С. Утворилися в ході реакції гази відокремлюють від рідких продуктів і піддають переробці з утворенням додаткових кількостей бензинової фракції. Технічний результат: створення поліпшеного способу отримання моторних палив.
ОПИС ВИНАХОДИ
Винахід відноситься до отримання моторного палива, а саме до каталітичних способам отримання з різноманітної вуглеводневої сировини високооктанового бензину і високоцетанового дизельного палива з низькою точкою замерзання.
Існує ряд способів отримання моторних палив з вуглеводневої сировини в присутності каталізаторів. Відомий спосіб отримання моторних палив з фракцій газового конденсату на цеолітних каталізаторах [Агабалян Л.Г. та ін. Каталитическая переробка прямогонних фракцій газового конденсату в високооктанові палива. - Хімія і технологія палив і олив, 1988, N 5, с.6]. Відповідно до даного способу високооктанові бензини виробляють процесом "цеоформінг" з прямогонних бензинових фракцій, що виділяються з газових конденсатів поряд з газоподібними, прямогонного дизельної і залишкової фракціями. Процес "цеоформінг" здійснюють наступним чином: прямогонного бензинову фракцію поділяють з виділенням фракцій НК-58 o С і> 58 o С, другу фракцію піддають контактування при підвищених температурах (до 460 o С) і надмірному тиску (до 5 МПа) з цеолитсодержащие каталізатором . Продукти реакції фракционируют з виділенням вуглеводневих газів, залишкової фракції> 195 o С і високооктанової фракції <195 З, яку компаундіруют з фракцією НК-58 o С для отримання цільового бензину. Основними недоліками даного способу є відносно низькі виходи і октанові числа одержуваних бензинів, висока температура застигання дизельного палива і (в окремих випадках) низьке цетанове число.
Відомий спосіб отримання високооктанового бензину і дизельного палива з фракцій газового конденсату [Пат. РФ 2008323, C 10 G 51/04, 28.02.94]. Відповідно до цього способу стабільний газовий конденсат фракционируют з виділенням наступних прямогонних фракцій: бензинової, википає до 140-200 o С, дизельної, википає в межах 140-340 o С, і залишкової, википає вище 340 o С. Залишкову фракцію або її суміш з газоподібними продуктами реакції піддають піролізу при температурі 600-900 o С. Продукти піролізу фракционируют з виділенням газоподібної і рідкої фракцій. Пірогазу змішують з прямогонной бензинової фракцією і піддають контактування з цеолитсодержащие каталізатором. Продукти контактування фракционируют з виділенням вуглеводневих газів і бензинової фракції, яку компаундіруют з піроконденсата і піддають ректифікації для виділення цільового бензину фр. НК-195 o С і залишкової фракції> 185 o С. За даним способу вихід цільової бензинової фракції становить 46,8% в перерахунку на стабільний газовий конденсат або 82,4% на прямогонного бензинову фракцію. Отримується при цьому дизельне паливо є типовим прямогонним паливом - має цетанове число не вище 45 і температуру застигання не нижче -10 o С, в той час як по Всесвітньої паливної хартії високоякісному дизельного палива відповідає величина цетанового числа не нижче 55 [Віппер А.Б. , Єрмолаєв М.В. Всесвітня паливна хартія. - Нафтопереробка і нафтохімія, 1999, N 6, с.50-55].
Основними недоліками цього способу отримання моторних палив є ускладненість технології отримання високооктанових бензинів внаслідок багаторазового фракціонування суміші вуглеводнів, відносно низькі виходи цільових бензинових фракцій в розрахунку на перетворене сировину, а й низька цетанове число і висока температура замерзання одержуваного дизельного палива.
Найбільш близьким за своєю технічної сутності і досягається ефекту є спосіб переробки нафтових дистилятів [Пат. РФ N 2181750, C 10 G 35/095, 19.04.2001]. Відповідно до цього способу нафтової дистилят з кінцем кипіння не більше 400 o С, що містить сполуки сірки в кількості не більше 10 мас.% У перерахунку на елементну сірку, при температурі 250-500 o С, тиску не більше 2 МПа, масовому витраті сировини не більше 10 ч -1 контактують з пористим каталізатором, в якості якого використовують цеоліт алюмосиликатного складу з Мольн ставленням SiO 2 / Al 2 O 3 не більше 450, обраний з ряду ZSM-5, ZSM-11, ZSM-35, ZSM-38, ZSM -48, BETA. За даним способу виходи бензинової фракції лежать в інтервалі 52,4-66,7 мас.% В розрахунку на вихідний дистилят, октанове число одержуваного бензину, яке визначається по моторному методу одно 81,3-88,3. Отримується з виходом 26-36 мас.% Дизельне паливо має цетанове число 45-50 при температурі застигання не менше -35 o С. Крім цих продуктів утворюється газ, що містить фракцію С34 в кількості 10-15 мас.% В розрахунку на вихідний дистилят, а й кілька водню, сірководню і сухого газу (C 1-С 2).
Основним недоліком відомого способу є зниження виходу бензинової фракції в перерахунку на перетворене сировину, обумовлене перетворенням деякої частини рідкого сировини в газоподібні при нормальних умовах продукти.
Пропонований винахід вирішує задачу створення поліпшеного способу отримання моторних палив, що характеризується підвищеним виходом високооктанового бензину при, по крайней мере, не гіршому порівняно з прототипом якістю одержуваних продуктів - октанове число бензину не менше 84 за моторним методом, для дизельного палива цетанове число не менше 50 і точка застигання не вище -35 o С.
Поставлена задача вирішується способом переробки вуглеводневої сировини в бензин з кінцем кипіння не вище 195 o С і октановим числом не нижче 83 по моторному методу, а й в дизельне паливо з цетановим числом не нижче 50 і температурою застигання не вище -35 o С, що полягає в перетворенні вуглеводневої сировини в присутності пористого каталізатора при температурі 250-500 o с, тиску не більше 2,5 МПа, масових витратах суміші вуглеводнів не більше 10 ч -1, при цьому в якості вихідної сировини використовують вуглеводневі дистиляти різного походження з кінцем кипіння не вище 400 o с, а в якості каталізатора використовують цеоліт алюмосиликатного складу з Мольн ставленням SiO 2 / Al 2 O 3 не більше 450, обраний з ряду ZSM-5, ZSM-11, ZSM-35, ZSM-38, ZSM-48, BETA , або галлосілікат, галлоалюмосілікат, железосілікат, железоалюмосілікат, хромсілікат, хромалюмосілікат зі структурою ZSM-5, ZSM-11, ZSM-35, ZSM-38, ZSM-48, BETA, або алюмофосфату зі структурою типу А1РО-5, А1РО-11, А1РО-31, А1РО-41, А1РО-36, А1РО-37, А1РО-40 з введенням в структуру на стадії синтезу елементом, вибраним з ряду: магній, цинк, галій, марганець, залізо, кремній, кобальт, кадмій або їх будь-яка суміш.
Основною відмінною ознакою пропонованого способу є те, що утворилися в ході реакції гази відокремлюють від рідких продуктів і піддають переробці з утворенням додаткових кількостей бензинової фракції.
Перший варіант переробки газів полягає тому, що на виході з реактора продукти ділять в сепараторі на суміш моторних палив і газову фазу, яку далі або ділять на водородсодержащий сухий газ, сірководень і фракцію С34 з наступним змішуванням останньої з потоком вихідного вуглеводневої сировини на вході в реактор, або з газу витягують сірководень і водень, а всю вуглеводневу складову С1-С4 повертають на вхід реактора, або газ повертають на вхід реактора без фракціонування і виділення будь-яких складових, однак при цьому частина газу виводять з реакційного контуру , так щоб ваговій витрата газу через реактор лежав в інтервалі 0,1-5 ч -1.
Другий варіант вирішення завдання відрізняється від першого тим, що після відділення від рідких продуктів реакції газ направляють у другій реактор, як каталізатор містить цеоліт алюмосиликатного складу з Мольн ставленням SiO 2 / Al 2 O 3 не більше 450, обраний з ряду ZSM-5, ZSM-11, ZSM-35, ZSM-38, ZSM-48, BETA, або галлосілікат, галлоалюмосілікат, железосілікат, железоалюмосілікат, хромсілікат, хромалюмосілікат зі структурою ZSM-5, ZSM-11, ZSM-35, ZSM-38, ZSM- 48, BETA, або алюмофосфату зі структурою типу А1РО-5, А1РО-11, А1РО-31, А1РО-41, А1РО-36, А1РО-37, А1РО-40 з введенням в структуру на стадії синтезу елементом, вибраним з ряду: магній , цинк, галій, марганець, залізо, кремній, кобальт, кадмій або їх будь-яка суміш. Процес перетворення газу ведуть при температурі 300-600 o С, при тиску до 2,5 МПа і ваговому витраті газу 0,1-5 ч -1. У другій реактор подають або весь газ з першого реактора без його поділу на окремі складові, або з газу виділяють вуглеводневу складову C 1 -C 4, яку направляють в другій реактор, або з газу виділяють тільки фракцію С34, яку подають у другий реактор. Далі рідкі продукти, що утворилися в другому реакторі, змішують з бензинової фракцією з першого реактора.
Каталізатор, який використовується для кожного варіанту способу, а й у другому реакторі в другому варіанті способу, може містити з'єднання, принаймні, одного з металів ряду: цинк, галій, нікель, кобальт, молібден, вольфрам, реній, рідкоземельні елементи, метали платинової групи, в кількості не більше 10 мас.%. Каталізатор для кожного варіанту способу готують шляхом введення добавки методом просочування і / або методом іонного обміну при температурі понад 20 o С, або нанесенням добавки з газової фази, або введенням добавки шляхом механічного змішування з вихідним матеріалом з наступним сушінням і прогартовує.
Технічний ефект запропонованого способу полягає в тому, що при конверсії газів С 2-С4 утворюється додаткова кількість високооктанового компонента бензину, що призводить до збільшення виходу бензинової фракції в розрахунку на перетворене рідке вуглеводневу сировину на 10% і більше, при цьому октанове число одержуваного бензину в порівнянні з прототипом зростає на 1-2 пункту.
Спосіб здійснюють наступним чином
В якості вихідного матеріалу для приготування каталізатора з даного способу використовують один з матеріалів, вибраний з ряду або цеолітів ZSM-5, ZSM-11, ZSM-35, ZSM-38, ZSM-48, BETA з Мольн ставленням SiO 2 / l 2 О 3 не більше 450, галлосілікатов і галлоалюмосілікатов, железосілікатов, железоалюмосілікатов, хромсілікатов, хромалюмосілікатов зі структурою ZSM-5 і / або ZSM-11, ZSM-48, BETA, або алюмофосфату зі структурами типу ALPO-5, -1, -31, - 41, -36, -37, -40 з введеними в структуру на стадії синтезу елементами, вибраними з ряду: магній, цинк, галій, марганець, залізо, кремній, кобальт, кадмій або їх будь-яка суміш.
Далі вихідний матеріал при необхідності модифікують введенням в його склад з'єднання, принаймні, одного з металів ряду: цинк, галій, нікель, кобальт, молібден, вольфрам, реній, рідкоземельні елементи, метали платинової групи в кількості не більше 10 мас.%.
Модифікацію цеоліту здійснюють методом просочування, активованої просочення в автоклаві, нанесення з газової фази, іонного обміну, механічного змішування компонентів. Після введення модифікуючої добавки каталізатор сушать і прожарюють при температурах до 600 o С.
Отриманий каталізатор поміщають в проточний реактор, продувають або азотом, або інертним газом, або їх сумішшю при температурах до 600 o С, після чого подають рідке вуглеводневу сировину при масових витратах до 10 год -1, температурах 250-500 o С, тиску не більше 2,5 МПа.
Після виходу з реактора продукти після охолодження в холодильнику подають в сепаратор, де відбувається поділ на газову і рідкі складові. Далі рідкі продукти дистиляцією ділять на бензин і дизельне паливо.
За першим варіантом способу частина газової фракції повертають на вхід реактора, де її змішують з рідким вуглеводневим сировиною, іншу частину газу виводять з установки і використовують як паливо. Співвідношення частин газу підбирають таким чином, щоб ваговій витрата газу через реактор лежав в інтервалі 0,1-5 ч -1. У тому випадку, якщо вихідне вуглеводневу сировину містить велику кількість сірки, гази на виході з сепаратора необхідно чистити від сірководню за стандартною методикою, наприклад з використанням моноетаноламіна, і далі повертають на вхід реактора. У разі необхідності на вхід реактора повертають тільки фракцію С34, яку попередньо відокремлюють від газу по одному з відомих методів, наприклад низькотемпературної сепарацией.
Вибір того чи іншого випадку рецикла газів визначається економікою процесу стосовно до конкретного типу сировини і необхідної кількості і якості одержуваного бензину.
За другим варіантом способу газ після сепаратора направляють у другій реактор, заповнений каталізатором з ряду цеолітів ZSM-5, ZSM-11, ZSM-35, ZSM-38, ZSM-48, BETA з Мольн ставленням SiO 2 / Al 2 O 3 не більше 450, галлосілікатов і галлоалюмосілікатов, железосілікатов, железоалюмосілікатов, хромсілікатов, хромалюмосілікатов зі структурою ZSM-5 і / або ZSM-11, ZSM-48, BETA, або алюмофосфату зі структурами типу ALPO-5, -11, -31, -41, - 36, -37, -40 з введеними в структуру на стадії синтезу елементами, вибраними з ряду: магній, цинк, галій, марганець, залізо, кремній, кобальт, кадмій або їх будь-яка суміш.
При цьому каталізатор додатково може містити з'єднання, принаймні, одного з металів ряду: цинк, галій, нікель, кобальт, молібден, вольфрам, реній, рідкоземельні елементи, метали платинової групи, в кількості не більше 10 мас.%. Добавку в каталізатор вводять методом просочування і / або методом іонного обміну при температурі понад 20 o С або наносять з газової фази, або вводять шляхом механічного змішування з вихідним матеріалом з наступним сушінням і прогартовує.
Завантажений у другій реактор каталізатор попередньо продувають або азотом, або воднем, або метаном, або сухим газом, або інертним газом, або їх сумішшю при температурах до 600 o С, після чого при температурах 300-600 o С і тиску не більше 2,5 МПа починають подачу або всієї суміші газів, що виходить з сепаратора, або газу, що зазнає очищенню від сірководню аналогічно варіанту 1, або фракції С34, виділеної з газової суміші аналогічно варіанту 1, при цьому ваговій витрата газу через другий реактор лежить в інтервалі 0,1-5 ч -1.
На виході з другого реактора продукти надходять в сепаратор, де їх розділяють на рідку і газову фракції. Газ при необхідності використовують для обігріву реакторів, а рідку фракцію змішують з бензином, отриманим в першому реакторі.
Наведені нижче приклади детально описують даний винахід і ілюструють його здійснення.
Приклад 1. З порошку цеоліту типу ZSM-5 з Мольн ставленням SiO 2 / Al 2 O 3 = 60 готують фракцію 0,2-0,8 мм. 5 г отриманого каталізатора поміщають в проточний реактор, продувають азотом (5 л / ч) при температурі 500 o С протягом 2 годин, після чого знижують температуру до 350 o С і припиняють подачу азоту. Далі при цій температурі і атмосферному тиску починають подачу вихідного дистиляту НК-250 o С з масовою швидкістю подачі 1,5 год -1. На виході з реактора продукти охолоджують до кімнатної температури і розділяють в сепараторі на рідку і газову фази, рідку фазу збирають протягом 8 годин, далі розганяють на бензин НК-195 o С і дизельне паливо 195-360 o С. Газ направляють в другій сепаратор , охолоджений до -50 o С, де з нього виділяють фракцію з 3+, яку далі насосом повертають на вхід реактора. У такому режимі роботи середній вихід бензинової фракції склав 72,4 мас.%, Октанове число по MM 89,5, вихід дизельного палива 12,8 мас.%, Цетанове число 52, температура застигання -39 o С.
Приклад 2. 30 г порошку цеоліту BETA з Мольн ставленням SiO 2 / Аl 2 O 3 = 26 заливають 1 л водного розчину, що містить 15 г Gа (NO 3)3Ч 8Н 2 O. Отриману суспензію кип'ятять з перемішуванням і зворотним холодильником 4 години, після чого порошок відокремлюють на фільтрі, багаторазово промивають дистильованою водою і сушать. Отриманий зразок сушать при 100 o С, прожарюють при 550 o С, після чого готують фракцію 0,2-0,8 мм. Каталізатор містить 0,7 мас.% Галію.
5 г отриманого каталізатора поміщають в проточний реактор, продувають азотом (5 л / ч) при температурі 500 o С протягом 2 годин, після чого знижують температуру до 350 o С і припиняють подачу азоту. Далі при цій температурі і атмосферному тиску починають подачу вихідного дистиляту НК-300 o С з масовою швидкістю подачі 2,4 год -1.
Далі поділ продуктів і циркуляцію газу здійснюють аналогічно прикладу 1. Середній вихід бензинової фракції склав 74,9 мас.%, Октанове число по MM 88,5, вихід дизельного палива 11,3 мас.%, Цетанове число 54, температура застигання -37 o С.
Приклад 3. Готують механічну суміш 30 г железосіліката зі структурою ZSM-11 і 3 г WO 3. Отриманий зразок прожарюють при 550 o С протягом 4 годин, після чого готують фракцію 0,2-0,8 мм.
5 г отриманого каталізатора поміщають в проточний реактор, продувають азотом (5 л / ч) при температурі 500 o С протягом 2 годин, після чого знижують температуру до 400 o С і припиняють подачу азоту. Далі при цій температурі і атмосферному тиску починають подачу вихідного дистиляту НК-250 o С (вміст сірки 0,5 мас.%) З масовою швидкістю подачі 2,1 год -1. Далі поділ продуктів і циркуляцію газу здійснюють аналогічно прикладу 1 з тією різницею, що температура в низькотемпературному сепараторі -90 o С і на циркуляцію подають суміш газів C 1 -C 4 і сірководню. У цьому випадку вихід бензинової фракції становить 73,1 мас.%, Октанове число по MM 86,2, вихід дизельного палива 12,2 мас.%, Цетанове число 51, температура застигання -39 o С.
Приклад 4. 20 г алюмосилікат зі структурою ZSM-48 продувають азотом, що містить пари ацетилацетонату молібдену при температурі 250 o С. Після того як кількість пропущеного через зразок ацетилацетонату молібдену відповідатиме змісту молібдену в зразку 5%, припиняють подачу азоту, зразок продувають повітрям при температурі 560 o С протягом 2 годин. Потім готують фракцію 0,2-0,8 мм.
5 г отриманого каталізатора поміщають в проточний реактор, продувають азотом (5 л / ч) при температурі 500 o С протягом 2 годин, після чого знижують температуру до 350 o С і припиняють подачу азоту. Далі при цій температурі і тиску 2,5 МПа починають подачу вихідного дистиляту НК-300 o С (вміст сірки 1 мас.%) З масовою швидкістю подачі 1,4 год -1. Далі поділ продуктів і циркуляцію газу здійснюють аналогічно прикладу 3. В цьому випадку вихід бензинової фракції становить 69,5 мас.%, Октанове число по MM 87,5, вихід дизельного палива 16,6 мас.%, Цетанове число 54, температура застигання становить -36 o С.
Приклад 5. 5 г каталізатора з прикладу 4 поміщають в проточний реактор, продувають азотом (5 л / ч) при температурі 500 o С протягом 2 годин, після чого знижують температуру до 350 o С і припиняють подачу азоту. Далі при цій температурі і атмосферному тиску починають подачу вихідного дистиляту НК-300 o С (вміст сірки 1 мас.%) З масовою швидкістю подачі 2,8 -1. Далі поділ продуктів і циркуляцію газу здійснюють аналогічно прикладу 3, з тією різницею, що після першого сепаратора гази очищають від сірководню контактуванням з моноетаноламіном (вміст сірководню в очищеному газі не більше 0,0003 об.%). У цьому випадку вихід бензинової фракції становить 73,7 мас.%, Октанове число по ММ 86,9, вихід дизельного палива 14,8 мас.%, Цетанове число 55, температура застигання становить -35 o С.
Приклад 6. 30 г алюмофосфату зі структурою АlРО-31, що містить 1,4 мас.% Si, введеного в структуру в ході гідротермального синтезу, просочують розчином нітрату нікелю з розрахунку вмісту 1,5 мас.% Ni в кінцевому каталізаторі. Каталізатор прокаливают протягом 2 годин при температурі 600 o С, після чого готують фракцію 0,2-0,8 мм.
10 г отриманого каталізатора поміщають в проточний реактор, продувають азотом (5 л / ч) при температурі 500 o С протягом 2 годин, після чого знижують температуру до 400 o С і припиняють подачу азоту. Далі при цій температурі і тиску 0,5 МПа починають подачу вихідного дистиляту НК-300 o С, що містить 1,0 мас.% Сірки з масовою швидкістю подачі 1,4 год -1. Далі поділ продуктів і циркуляцію газу здійснюють аналогічно прикладу 1, з тією різницею, що після першого сепаратора гази очищають від сірководню контактуванням з моноетаноламіном (вміст сірководню в яку повертатимуть на вхід реактора фракції C 3+ не більше 0,0003 об.%). У цьому випадку вихід бензинової фракції становить 68,7 мас.%, Октанове число по ММ 88,1, вихід дизельного палива 13,7 мас.%, Цетанове число 56, температура застигання становить -36 o С.
Приклад 7. З порошку галлійалюмосіліката зі структурою ZSM-5 готують фракцію 0,2-0,8 мм. 7 г отриманого каталізатора поміщають в проточний реактор, продувають азотом (5 л / ч) при температурі 500 o С протягом 2 годин, після чого знижують температуру до 350 o С і припиняють подачу азоту. Далі при цій температурі і тиску 2 МПа починають подачу вихідного дистиляту НК-400 o С, що містить 3,5 мас. % Сірки з масовою швидкістю подачі 1,3 год -1.
На виході з реактора продукти охолоджують до кімнатної температури і розділяють в сепараторі на рідку і газову фази, рідку фазу збирають і розганяють аналогічно прикладу 1. Газ контактують з моноетаноламіном для видалення сірководню і направляють в другій сепаратор, охолоджений до -50 o С, де з нього виділяють фракцію З 3+, яку далі подають на вхід другого реактора, який заповнений каталізатором на основі цеоліту типу ZSM-5, приготований і активоване аналогічно прикладу 1. Температура в другому реакторі 350 o С, тиск атмосферний, завантаження каталізатора відповідає вагового витраті газової суміші 3 ч -1. На виході з другого реактора рідкі продукти відокремлюють в сепараторі і змішують з бензинової фракцією, отриманої в першому реакторі.
У такому режимі роботи загальний вихід бензинової фракції становить 68,1 мас. %, Октанове число по ММ 86,0, вихід дизельного палива 23,5 мас.%, Цетанове число 54, температура застигання становить -37 o С.
Приклад 8. 5 г каталізатора з прикладу 2 (на основі цеоліту BETA, промотованого Ga) поміщають в проточний реактор, продувають азотом (5 л / ч) при температурі 500 o С протягом 2 годин, після чого знижують температуру до 350 o С і припиняють подачу азоту . Далі при цій температурі і тиску 1 МПа починають подачу вихідного дистиляту НК-250 o С з масовою швидкістю подачі 2,4 год -1. На виході з реактора продукти охолоджують до кімнатної температури і розділяють в сепараторі на рідку і газову фази, рідку фазу збирають і розганяють аналогічно прикладу 1. Газ без будь-якого очищення і поділу направляють у другій реактор, який заповнений таким же каталізатором, як і перший, приготований і активоване аналогічно прикладу 2. Температура в другому реакторі 600 o С, тиск 2,5 МПа, завантаження каталізатора відповідає вагового витраті газової суміші 5 ч -1. На виході з другого реактора рідкі продукти відокремлюють в сепараторі і змішують з бензинової фракцією, отриманої в першому реакторі. У такому режимі роботи загальний вихід бензинової фракції становить 75,0 мас. %, Октанове число по ММ 90,0, вихід дизельного палива 12,1 мас.%, Цетанове число 50, температура застигання становить -38 o С.
Приклад 9. 10 г каталізатора з прикладу 6 (алюмофосфату зі структурою А1РО-31, що містить 1,4 мас.% Si і 1,5 мас.% Ni) поміщають в проточний реактор, продувають азотом (5 л / ч) при температурі 500 o С в протягом 2 годин, після чого знижують температуру до 375 o С і припиняють подачу азоту. Далі при цій температурі і тиску 1 МПа починають подачу вихідного дистиляту НК-350 o С, що містить 3,75 мас. % Сірки, з масовою швидкістю подачі 2,7 год -1. Далі продукти поділяють і розганяють аналогічно прикладу 1, гази контактують з моноетаноламіном і направляють в другій реактор, заповнений каталізатором, приготованим з порошку цеоліту типу ZSM-5 з Мольн ставленням SiO 2 / Al 2 O 3 = 60, в який методом просочування введено 1, 5 мас.% Zn, каталізатор попередньо прогрітий в струмі азоту при 550 o С. Температура в другому реакторі 550 o С, тиск 1,0 МПа, ваговій витрата газу 2,5 год -1. На виході з другого реактора рідкі продукти відокремлюють в сепараторі і змішують з бензинової фракцією, отриманої в першому реакторі. У такому режимі роботи загальний вихід бензинової фракції становить 74,3 мас.%, Октанове число по ММ 88,3, вихід дизельного палива 19,1 мас.%, Цетанове число 52, температура застигання становить -37 o С.
Приклад 10. 5 г каталізатора з прикладу 1 поміщають в проточний реактор, продувають азотом (5 л / ч) при температурі 500 o С протягом 2 годин, після чого припиняють подачу азоту. Далі при цій температурі і тиску 2,5 МПа починають подачу вихідного дистиляту НК-250 o С, що містить 0,5 мас.% Сірки, з масовою швидкістю подачі 10 год -1. На виході з реактора продукти охолоджують до кімнатної температури і розділяють в сепараторі на рідку і газову фази, рідку фазу збирають і розганяють аналогічно прикладу 1. Газ контактують з моноетаноламіном і пропускають через другий сепаратор (-120 o С), де від нього відділяється фракція C 1 -C 4, яку направляють в другій реактор, заповнений каталізатором, приготованим аналогічно прикладу 6 з тією лише різницею, що порошок алюмофосфату А1РО-31 просочують водним розчином перрената амонію NH 4 ReO 4 з розрахунку 10 мас. % Ренію в каталізаторі з наступним сушінням і прогартовує при 600 o С. Ваговий витрата газу через другий реактор 1 ч -1, температура 500 o С, тиск атмосферний. На виході з другого реактора рідкі продукти відокремлюють в сепараторі і змішують з бензинової фракцією, отриманої в першому реакторі. У такому режимі роботи загальний вихід бензинової фракції становить 71,2 мас. %, Октанове число по ММ 86,7, вихід дизельного палива 12,1 мас.%, Цетанове число 57, температура застигання становить -35 o С.
Приклад 11. 5 г каталізатора з прикладу 1 поміщають в проточний реактор, продувають азотом (5 л / ч) при температурі 500 o С протягом 2 годин, після чого знижують температуру до 350 o С, припиняють подачу азоту. Далі при цій температурі і атмосферному тиску починають подачу вихідного дистиляту НК-400 o С, що містить 3,5 мас. % Сірки, з масовою швидкістю подачі 1 ч -1. На виході з реактора продукти охолоджують до кімнатної температури і розділяють в сепараторі на рідку і газову фази, рідку фазу збирають і розганяють аналогічно прикладу 1. Газ контактують з моноетаноламіном і пропускають через другий реактор, в який завантажений хромсілікат, попередньо оброблений при 250 o С азотом , насиченим парами ацетилацетонату цинку з розрахунку 3 мас.% цинку в каталізаторі і активоване 2 години в струмі повітря при 550 o С і 2 години в струмі азоту при цій же температурі. Температура в реакторі 500 o С, тиск 0,5 МПа, ваговій витрата газу 1,5 год -1. На виході з реактора в сепараторі відокремлюють фракцію НК-195 o С, яку змішують з бензинової фракцією з першого реактора. Загальний вихід бензинової фракції склав 68,0 мас.%, Октанове число по MM 87,8, вихід дизельного палива 25,5 мас.%, Цетанове число 54, температура застигання становить -36 o С.
Перевага даного способу в порівнянні з відомим полягає в тому, що перетворення вуглеводневого газу в додаткову кількість компонента бензину дозволяє збільшити вихід бензинової фракції до 68-75 мас.% В розрахунку на початкову сировину, при цьому октанове число бензину досягає 85-90 за моторним методом , а дизельне паливо має цетанове число не нижче 50 і температуру застигання не вище -35 o С.
ФОРМУЛА ВИНАХОДУ
1. Спосіб отримання моторного палива, в тому числі, бензину з октановим числом не нижче 85 по моторному методу і дизельного палива з цетановим числом не нижче 50 і температурою застигання не вище -35 o С, що полягає в перетворенні вуглеводневих дистилятів різного походження з кінцем кипіння не вище 400 o с, при температурі 250-500 o с, тиску не більше 2,5 МПа, масових витратах суміші вуглеводнів не більше 10 ч -1, при цьому в якості каталізатора використовують цеоліт алюмосиликатного складу з Мольн ставленням SiO 2 / Al 2 O 3 не більше 450, обраний з ряду ZSM-5, ZSM-11, ZSM-35, ZSM-38, ZSM-48, BETA, або галлосілікат, галлоалюмосілікат, железосілікат, железоалюмосілікат, хромсілікат, хромалюмосілікат зі структурою ZSM-5, ZSM -11, ZSM-35, ZSM-38, ZSM-48, BETA, або алюмофосфату зі структурою типу А1РО-5, А1РО-11, А1РО-31, А1РО-41, А1РО-36, А1РО-37, А1РО-40 з введеним в структуру на стадії синтезу елементом, вибраним з ряду: магній, цинк, галій, марганець, залізо, кремній, кобальт, кадмій або їх будь-яка суміш, що відрізняється тим, що утворилися в ході реакції гази відокремлюють від рідких продуктів і повертають на вхід реактора , де змішують з вихідним рідким вуглеводневим сировиною, т. е. здійснюють рецикл утворилися газів або їх частини через реактор.
2. Спосіб за п. 1, який відрізняється тим, що каталізатор містить з'єднання, принаймні, одного з металів ряду: цинк, галій, нікель, кобальт, молібден, вольфрам, реній, рідкоземельні елементи, метали платинової групи в кількості не більше 10 Маc. %.
3. Спосіб за пп. 1 і 2, що відрізняється тим, що каталізатор готують шляхом введення добавки методом просочування і / або методом іонного обміну при температурі понад 20 o С, або нанесенням добавки з газової фази, або введенням добавки шляхом механічного змішування з вихідним матеріалом, з подальшою сушкою і прогартовує отриманого каталізатора.
4. Спосіб за пп. 1-3, який відрізняється тим, що на виході з реактора продукти ділять в сепараторі на суміш моторних палив і газову фазу, яку далі або ділять на водородсодержащий сухий газ, сірководень і фракцію С34, з наступним змішуванням останньої з потоком вихідного вуглеводневої сировини на вході в реактор, або з газу витягують сірководень і водень, а всю вуглеводневу складову C 1 -C 4 повертають на вхід реактора.
5. Спосіб отримання моторного палива, в тому числі, бензину з октановим числом не нижче 85 по моторному методу і дизельного палива з цетановим числом не нижче 50 і температурою застигання не вище -35 o С, що полягає в перетворенні вуглеводневих дистилятів різного походження з кінцем кипіння не вище 400 o с сировини, при температурі 250-500 o с, тиску не більше 2,5 МПа, масових витратах суміші вуглеводнів не більше 10 ч -1, при цьому в якості каталізатора використовують цеоліт алюмосиликатного складу, з Мольн ставленням SiO 2 / Al 2 O 3 не більше 450, обраний з ряду ZSM-5, ZSM-11, ZSM-35, ZSM-38, ZSM-48, BETA, або галлосілікат, галлоалюмосілікат, железосілікат, железоалюмосілікат, хромсілікат, хромалюмосілікат зі структурою ZSM-5 , ZSM-11, ZSM-35, ZSM-38, ZSM-48, BETA, або алюмофосфату зі структурою типу А1РО-5, А1РО-11, А1РО-31, А1РО-41, А1РО-36, А1РО-37, А1РО- 40 з введенням в структуру на стадії синтезу елементом, вибраним з ряду: магній, цинк, галій, марганець, залізо, кремній, кобальт, кадмій, який відрізняється тим, що утворилися в ході реакції гази відокремлюють від рідких продуктів і направляють в другій реактор, заповнений пористим каталізатором, далі виходить з другого реактора рідку фракцію змішують з бензином, отриманим в першому реакторі.
6. Спосіб за п. 5, який відрізняється тим, що в якості каталізатора, що в другому реакторі, використовують матеріал з ряду цеолітів ZSM-5, ZSM-11, ZSM-35, ZSM-38, ZSM-48, BETA з Мольн ставленням SiO 2 / Al 2 O 3 не більше 450, галлосілікатов і галлоалюмосілікатов, железосілікатов, железоалюмосілікатов, хромсілікатов, хромалюмосілікатов зі структурою ZSM-5 і / або ZSM-11, ZSM-48, BETA, або алюмофосфату зі структурами типу ALPO-5, - 11, - 31, -41, -36, - 37, -40, з введенням в структуру на стадії синтезу елементом, вибраним з ряду: магній, цинк, галій, марганець, залізо, кремній, кобальт, кадмій або їх будь-яка суміш.
7. Спосіб за пп. 5 і 6, що відрізняється тим, що каталізатор, що знаходиться в другому реакторі, містить з'єднання принаймні одного з металів ряду: цинк, галій, нікель, кобальт, молібден, вольфрам, реній, рідкоземельні елементи, метали платинової групи в кількості не більше 10 Маc. %.
8. Спосіб за пп. 5-7, який відрізняється тим, що каталізатор, що знаходиться в другому реакторі, готують шляхом введення добавки методом просочування і / або методом іонного обміну при температурі понад 20 o С, або нанесенням добавки з газової фази, або введенням добавки шляхом механічного змішування з вихідним матеріалом , з наступним сушінням і прогартовує отриманого каталізатора.
9. Спосіб за пп. 5-8, який відрізняється тим, процес перетворення газів в другому реакторі ведуть при температурі 350-600 o С і тиску не більше 2,5 МПа, при ваговому витраті газової суміші не більше 5 год -1.
Версія для друку
Дата публікації 07.04.2007гг
Коментарі
Коментуючи, пам'ятайте про те, що зміст і тон Вашого повідомлення можуть зачіпати почуття реальних людей, проявляйте повагу та толерантність до своїх співрозмовників навіть у тому випадку, якщо Ви не поділяєте їхню думку, Ваша поведінка за умов свободи висловлювань та анонімності, наданих інтернетом, змінює не тільки віртуальний, але й реальний світ. Всі коменти приховані з індексу, спам контролюється.